Upload
voque
View
237
Download
1
Embed Size (px)
Citation preview
1
SEMINAR TUGAS AKHIR
PERANCANGAN SISTEM PENGENDALIAN LEVEL MINYAK PADA SEPARATOR (PV 9900) PT. JOB PERTAMINA-PETROCHINA TUBAN DENGAN TUNING PARAMETER KONTROLER PROPORTIONAL INTEGRAL (PI) MENGGUNAKAN METODE DIRECT SYNTHESIS
Oleh :Muhammad Syauqi
NRP : 2404 100 081Pembimbing:Suyanto, ST., MT.
2
LATAR BELAKANG
Respon level minyak pada Separator (PV9900) sangat fluktuatif dan tidak dapatmencapai kondisi steady stateERROR = 1,38% dari set point
Tuning dilakukan sesuai panduan dariVendor dan atau secara trial error ketikaada perubahan sesuai pengetahuanoperator.
3
PERMASALAHAN
Bagaimana merancang sistem pengendalian level(ketinggian) minyak pada separator (PV 9900) diPT. JOB Pertamina-Petrochina Tuban Jawa Timurdengan tuning parameter kontroler ProportionalIntegral (PI) menggunakan metode DirectSynthesis?
4
Tujuan
Tujuan dari penelitian ini adalah merancangsistem pengendalian level (ketinggian) minyakpada separator (PV 9900) di PT. JOBPertamina-Petrochina Tuban Jawa Timurdengan tuning parameter kontroler ProportionalIntegral (PI) menggunakan metode DirectSynthesis.
5
Gambar 1. P&ID Separator Tiga Fasa (Nunes. Dkk, 2007)
TEORI PENUNJANG I
6
Penelitian Sebelumnya I
Chan Sul Jung, Hyung keun Song dan Jae Chun Hyun tahun 1999 telah melakukan penelitian pada sistem bio-reactor yang tidak stabil (fungsi transfer proses seperti di bawah) dengan menerapkan direct synthesis sebagai metode tuning dan dibandingkan dengan IMC (internal mode control) dan manual observasi. Hasilnya performansi kontrol direct synthesis paling handal.
Model Fungsi Transfer Plant yang dipakai dalam penelitian Chan, dkk.
7
Gambar 3. Perbandingan Performansi Kontrol (Chan. dkk, 1999)
HASIL KAJIAN CHAN, DKK TAHUN 1999
Penelitian Sebelumnya II
Dalam sistem kontrol level pada kolomdestilasi (Seshagiri, 2009). Hasilnyamenunjukkan bahwa metode DirectSynthesis lebih unggul dari pada metodeSmith Predictor yang diusulkan oleh(Hang, CC dkk, 2004), decoupling controloleh (Liu. dkk, 2004), dan metode analisaaturan-aturan untuk mereduksi model dantuning PID oleh (Skogestad, 2003).
8
9
Perbandingan Respon Kontrol antara yang diusulkan Seshagiri, dkk dengan Liu, dkk, dan Lu, dkk ( Seshagiri dkk, 2009)
HASIL PENELITIAN SESHAGIRI DKK TAHUN 2009
10
Metode Direct Synthesis
Metode Direct Synthesis (DS) adalah merancang danmen-tuning untuk mendapatkan parameter controllerdengan menghubungkan korelasi parameter plantmelalui sistem closed-loop (Willis, 1999). Targetnya,bentuk karakteristik respon output plant diharapkansama dengan model desain.
Tujuanya untuk mendapatkan gain atau desain controller,sehingga metode ini seolah-olah mempunyai internalmodel dan respon output plant yang dapat di-trajectoryoleh model desain dari sebuah controller (Seshagiri dkk,2009).
11
Gambar 4. Diagram Blok Sistem Closed-loop dan Open-loop (Seshagiri dkk, 2009)
DIAGRAM BLOK METODE DIRECT SYNTHESIS
12
Model Matematis Direct Synthesis
)()()(1
)()()()(1
)()()( sD
sGsGsGsR
sGsGsGsG
sYcp
d
cp
cp
++
+=
)()(1)()(
)()(
sGsGsGsG
sRsY
cp
cp
+=
−=
)()(1
)()(
)(1)(
sRsY
sRsY
sGsG
pc
Y(s)/R(s)→Gm(s )
Maka:
−
=)(1
)()(
1)(sG
sGsG
sGm
m
pc
13
FLOW CHART PENELITIAN
Tidak
Ya
Tidak
Tidak
Ya
Ya
Pengujian
Analisa
Kesimpulan
Mulai
Selesai
Sesuai Kriteria
Pengambilan Data Lapangan
Pemodelan Matematis Plant
Perancangan Sistem Pengendalian Level Minyak pada Separator (PV 9900) dengan Kontroler Proportional
Integral (PI) Direct Synthesis
Validasi
Validasi
Tuning Parameter Kontroler Proportional Integral (PI) Menggunakan Metode Direct Synthesis
Tabel 1. Data Parameter Proses pada Separator (PV 9900)
__
inQ
Variabel Prosespada Separator (PV 9900)
Nilai Proses
621 m3/h
275 m3/h
298 m3/h
48 m3/h
826,5 kg/m3
dan 903 kPa dan 317 kPa
0.825
104
2,21 m
__
inQ__
omQ__
ogQ__
oaQ
mρ__
1mP__
2 mP
mSG
mCv__
mh
Model Plant Separator (PV 9900)
Model matematis plant pada tangki separator dibuat dengan asumsi bahwa:
Pendekatan bangun ruang separator didekati dengan pendekatan bentuk kotak atau balok.
Tekanan dan suhu dianggap konstan. Laju aliran masuk (inlet) pada separator (PV 9900)
dianggap konstan. Level air pada separator (PV 9900) tidak dikontrol
karena prosentase volumenya yang sangat kecil sekitar 0,75 % dari volume minyak.
Dinamika ketinggian atau level air dalam tangki separator dianggap konstan.
Laju aliran keluar untuk air dan gas konstan.
15
Proses Pemodelan Matematik
Persamaan Laju Aliran
(Fisher, 2001)
= Koofisien control valve = Perubahan prosentase open dari valve dengan
range (0 - 100%), dalam satuan waktu.= Pressure Upstream ( kPa)= Pressure Downstream ( kPa)= Spesifik Grafity= Massa jenis minyak (kg/m3)= Kecepatan gravitasi (m/s2)
= Perubahan tinggi fluida minyak dalam tangki dalamsatuan waktu (m)
16
m
mom SG
PtghPtCvVptQ 21 )(7,11
)()( −+=
ρ
mCv)(tVp
1P2P
mSGmρ
)(thg
HUKUM KESETIMBANGAN
Dengan hukum kesetimbangan, sistem tangki separator tiga fasa dapat didekati dengan
Rate of volumetric – Rate of volumetric = Accumulation into the tank out of the tank volumetric in the tank
Atau secara matematis dapat dimodelkan dengan persamaan:
Dengan Qin = flow (aliran) fluida yang masuk ke tangki (m3/h).Qoot = flow (aliran) fluida yang keluar dari tangki (m3/h).
= dinamika volume yang terakumulasi dalam tangki.
Karena fluida yang keluar dari tangki separator terdiri dari tiga macam fluida yaitu minyak, air dan gas alam, maka ;
17
)()( tQtQdtdhA outin −=
dtdhA
)()()()( tQtQtQtQdtdhA ogoaomin −−−=
Linierisasi Deret Taylor & Tranformasi Laplace
Sehingga fungsi transfer level menjadi;
18
))((),()(______
mmm
mmom VptVpVp
fhVpftQ −∂∂
=− ))((__
mmm
hthhf
−∂∂
+
( ) ( ) )(10415,0
298,0)(10415,0
00124,0)( sVps
sQs
sH minm +−
+=
( ) ( ) ( ) )(10415,0
00124,0)(10415,0
00124,010415,0
00124,0 __
sQs
sQs
hs ogoam +
−+
−+
+
Diagram Blok Level pada Plant
Separator (PV 9900)
19
Model Referensi
Sehingga Gain controller menjadi
Diagram Blok Model referensi
20
11)(+
=s
sGm
m τ
−
=)(1
)()()(
1)(sG
sGsGsG
sGm
m
cvpc
ssGsGsG
mcvpc τ
1)()(
1)( ⋅=
1Out1
1
0.004s+1Model Referensi
1In1
Perancangan Kontroler dan Tuning Parameter dengan Metode Direct Synthesis
21
Langkah-langkah untuk merancang tipe kontroler dan tuning parameter-parameternya adalah:
…………………(1)
………………....(2)
………………….(3)
Persamaan (1) dan (2) disubtitusikan ke persamaan (3) sehinggamenjadi;
………………….(4)
( ) 10415,0298,0
1)( 2
+−=
+=
ssK
sGp
p τ
1004,01
11)(
+=
+=
sssG
mm τ
−
⋅=)(1
)()(
1)(sG
sGsG
sGm
m
pc
⋅+−=
ss
KsG
mpc τ
τ 1)1(1)(2
22
…………………(5)
Dengan Kp sebagai gain proporsional dan Ki sebagai gain integral nilaituningnya adalah sebagai berikut:
Dan
Gambar Diagram Blok Kontroler PI Direct Synthesis
⋅+−=
sKKsG ipc
1)(
-34,810,004*0,0415
0,298- =2
=−=m
pp K
Kτ
τ
92,8380,004*0,0415
1-=1
2
−=−=m
i KK
τ
1Out1
-34.81
Kp1
-838.92
Ki1
1s
Integrator1
1 In1
23
Pengujian dan Analisa
Gambar 4.1 Grafik Data Riil Tranding Level Minyakpada Separator (PV 9900) (JOB-PPEJ, 2011) 24
2.1900
2.1950
2.2000
2.2050
2.2100
2.2150
2.2200
2.2250
2.2300
2.2350
2.2400
02:0
004
:00
6:00
8:00
10:0
012
:00
14:0
016
:00
18:0
020
:00
22:0
000
:00
Oil
Leve
l (m
eter
)
Waktu (jam)
SP
VP Riil
Tranding Level Minyak Separator (PV 9900)
VALIDASI MODEL PLANT
25
Grafik Respon transien Level Hasil Pemodelan dengan Nilai Parameter Kp
dan Ki sama dengan Riil Plant
PERBANDINGAN RESPON TRANSIEN RIIL PLANT DENGANMODEL YANG DIBANGUN.
Waktu (Jam)Respon
Transien Riil(meter)
ResponTransien
Model (meter)
Error(%)
02:00 2.2179 2.2098 0,3604:00 2.2089 2.2096 0,036:00 2.2062 2.2089 0,128:00 2.2188 2.2084 0,47
10:00 2.2269 2.2095 0,7812:00 2.2233 2.2098 0,614:00 2.2368 2.2093 1,2316:00 2.2287 2.2093 0,8718:00 2.2188 2.2098 0,420:00 2.2152 2.2095 0,2522:00 2.2062 2.2088 0,1100:00 2.2134 2.2095 0,18
Rata-rata Error (%) 0,45
26
2.1900
2.1950
2.2000
2.2050
2.2100
2.2150
2.2200
2.2250
2.2300
2.2350
2.2400
Oil
Leve
l (m
eter
)
Waktu (Jam)
SP
VP Riil
VP Model Plant
27
Grafik Perbandingan Respon Transien Variabel Riil Plant dengan Model yang Dibangun
PERBANDINGAN DAN VALIDASI RESPON TRANSIEN PIDIRECT SYNTHESIS DAN PI RIIL DENGAN TARGET
RESPON MENGGUNAKANUJI STEP
28
Grafik Perbandingan Respon Transien Kontroler PI Riil dengan PI Direct Synthesis
dan Target Respon
Perbandingan Hasil Respon TransienSet
PointRespon Transien PI Riil
2,21meter
Time constant = 16,34 sRise time = 40,31 s
Settling time = 265,896 sESS = 0,102 %ITAE = 36,05
Respon Transien PI Direct Synthesis
Target respon
Time constant = 15,271 sRise time = 32,53 sSettling time = 58,5 sESS = 0,00535 %ITAE = 0,0915
Time constant = 15,271 sRise time = 31,53 sSettling time = 58,5 sESS = 0,00535 %ITAE = 0,0915
29
30
Grafik Perbandingan Respon Transien PI Riil dengan PI Direct Synthesis dan Target
Respon dengan Uji Tracking Set Point
Perbandingan Respon Transien PI Riil denganPI Direct Synthesis dan Target ResponMenggunakan Uji Tracking Set Point
Perbandingan Hasil Respon TransienSet Point Respon Transien PI Riil
2,21 meter
-2,5 meter
Time constant = 16,92 sRise time = 41,04 s
Settling time = 308,52 sESS = 0,775%ITAE = 368,84
Respon Transien PI Direct Synthesis
Target respon
Time constant = 15,12 sRise time = 34,2 sSettling time = 61,56 sESS = 0,0034 %ITAE = 0,064
Time constant = 15,12 sRise time = 34,2 sSettling time = 61,56 sESS = 0,0034 %ITAE = 0,064
Respon Transien PI Riil
2,5 meter-
2 meter
Time constant = 15,84 sRise time = 38,88 s
Settling time = 282,6 sESS = 0,428%ITAE = 170,9
Respon Transien PI Direct Synthesis
Target respon
Time constant = 14,4 sRise time = 33,84 sSettling time = 57,6 sESS = 0,002 %ITAE = 0,033
Time constant = 14,4 sRise time = 33,84 sSettling time = 57,6 sESS = 0,002 %ITAE = 0,033
31
Uji Disturbance
32
Grafik Perbandingan Respon Transien PI Rill dengan PI Direct Synthesis dan Target respon
Menggunakan Uji Disturbance 688 m3/h
Perbandingan Respon Transien PI Rill dengan PI Direct Synthesis dan Target respon Menggunakan Uji
Disturbance 688 m3/h
Perbandingan Hasil Respon TransienSebelum (621 m3/h)
Set Point Respon Transien PI Riil
2,21meter
Time constant = 16,34 sRise time = 40,31 s
Settling time = 265,896 sESS = 0,102 %ITAE = 36,05
Respon Transien PI Direct Synthesis
Target respon
Time constant = 15,271 sRise time = 32,53 sSettling time = 58,5 sESS = 0,00535 %ITAE = 0,0915
Time constant = 15,271 sRise time = 31,53 sSettling time = 58,5 sESS = 0,00535 %ITAE = 0,0915
Sesudah (688 m3/h)Set Point Respon Transien PI Riil
2,21meter
Time constant = 16,272 sRise time = 39,806 s
Settling time = 246,384 sESS = 0,065 %ITAE = 19,72
33
Respon Transien PI Direct Synthesis
Target respon
Time constant = 15,202 sRise time = 32,07 sSettling time = 57,204 sESS = 0,00535 %ITAE = 0,0875
Time constant = 15,271 sRise time = 31,53 sSettling time = 58,5 sESS = 0,00535 %ITAE = 0,0915
Kesimpulan
Rancangan kontroler level minyak pada Separator (PV9900) dengan metode Direct Synthesis menghasilkantipe yang sama dengan kondisi riil plant yaituProportional Intergral. Dan untuk tuning parameter-parameter kontrolernya masing-masing didapatkan nilaigain Kp = -34,86 dan Ki = -838,92.
Dengan uji step, uji tracking set point dan uji disturbancePI Direct Synthesis lebih andal dan tahan (robust) daripada PI Riil. Terbukti dari nilai time constant, rise time,settling time, error steady state (ESS), dan ITAE yangjauh lebih cepat dan lebih kecil.
34
Saran
menerapkan Adaptable Direct Synthesis Control,yaitu metode perancangan kontroler dan tuningparameter-parameternya yang mampumengadaptasi terhadap perubahan parameter-paramter prosesnya. Khususnya parametertekanan, apabila ada perubahan tekanan makanilai gain Kp dan Ki dapat berubah secaraotomatis.
35
36
DAFTAR PUSTAKA
Ahusda, P, 2010. Metode Direct synthesis pada Cascade Control Untuk Pengendalian Temperatur Steam di Superheater pada Power Plant PT. KDM, Tesis Magíster Teknik Elektro ITS Surabaya.
Chan Sul Jung, Hyung keun Song, Jae Chun Hyun, 1999. A Direct Synthesis Tuning Methode of Unstable First-Order-Plus-Time Delay Processes, Jounal of Process Control 9 Hal. 265-269
Nunes, G. C dkk,. 2007. A Practical Strategy For Controlling Flow Oscillations in Surge Tanks, Latin American Applied Research Vol.37 n.3.
Seshagiri R, V.S.R. dan Chidambaram, M. 2009, Direct synthesis-Based Controller Design for Integrating Process With Time Delay, Journal of the Franklin Institute, Vol. 346, hal. 38-56.
Shamsuzzoha, Md. dan Lee, M. 2008, PID Controller Design for Integrating Processes With Time Delay, Korean J. Chem. Eng., Vol. 25, No. 4, hal. 637-645.
Steawart, M. and Arnold, K. 2008, Gas Liquid and Liquid-Liquid Separator, Elseiver, USA.
Visioli, A. (2006), Advances in Industrial Control, Springer, London.
37
TERIMA KASIH